浮阀精馏塔甲醇水化工原理课程设计概述5392.pdf

化工原理课程设计任务书 一、设计题目及任务 设计题目：甲醇-水溶液连续精馏塔设计 试设计一座甲醇-水溶液连续精馏塔，年产量为 15000+（学号1000）吨，要求甲醇产品产品纯度为 98%、99%、99.5%（1-10 号同学数据为 98%；11-20 号同学数据为 99%；21-30号同学数据为 99.5%），塔顶易挥发组分的回收率为 99%,原料液中含甲醇 40%（以上均为质量分数）。二、操作条件（1）操作压力 常压（2）进料热状态 20（3）回流比 自选（4）塔底加热蒸汽压力（表压）（5）年实际生产时间 7200h（6）其他参数（除给出外）可自选 三、塔板类型 自选 四、设计内容（1）精馏塔的工艺计算（2）工艺流程图及主体设备图 五、设计说明书内容（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）设计技术方案的确定及流程说明（4）精馏塔的物料衡算（5）塔板数的确定（用图解法求理论板数需提供用坐标纸绘制甲醇-水溶液的 y-x 图）（6）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（7）精馏塔的工艺尺寸计算（包括塔底、塔板）（8）塔体的流体力学验算（9）辅助装置的选定（10）设计结果概要或设计一览表（主要设备尺寸、衡算结果等）（11）对设计过程的评述和有关问题的讨论（12）符号表（13）设计参考资料（14）图纸（1 号图 594841；二号图 420594，实际打印时可以缩小打印）1、带控制点及物流量的工艺流程图；2 号图 2、精馏塔总体结构图（包括主要工艺尺寸、技术特性、接管表、重要附件图等）；1 号图 目录 1 设计题目及原始数据.1 1.1 设计题目：甲醇-水溶液连续精馏塔设计.1 1.2 操作条件.1 2 设计技术方案的确定及流程说明.1 2.1 塔设备的选定.1 2.1.1 浮阀塔.2 2.2.2 浮阀类型.2 2.2 进料热状态.3 2.3 进料方式.3 2.3 塔顶冷凝方式.3 2.4 回流方式.3 2.5 塔釜加热方式.3 2.6 总流程说明.4 3 精馏塔工艺计算.4 3.1 精馏塔的物料衡算.4 3.1.1 摩尔流量衡算.4 3.1.2 质量流量衡算.5 3.2 相对挥发度的计算.6 3.3 最小回流比及操作回流比的确定.7 4 塔板数的确定.7 4.1 理论塔板数的计算.7 4.2 实际塔板数的计算.9 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.10 5.1 操作温度.10 5.2 操作压力.10 5.3 塔顶条件下的流量及物性参数.11 5.3.1 塔顶气液相平均相对分子质量的计算.11 5.3.2 塔顶气液相密度的计算.11 5.3.3 塔顶液相粘度的计算.12 5.3.4 塔顶液相平均表面张力的计算.12 5.3.5 塔顶流量.12 5.4 塔釜条件下的流量及物性参数.13 5.4.1 塔釜气液相平均相对分子质量的计算.13 5.4.2 塔釜气液相密度的计算.13 5.4.3 塔釜液相粘度的计算.14 5.4.4 塔釜液相平均表面张力的计算.14 5.4.5 塔釜流量.14 5.5 进料条件下的流量及物料参数.15 5.5.1 进料气液相平均相对分子质量的计算.15 5.5.2 进料气液相密度的计算.15 5.5.3 进料液相粘度的计算.15 5.5.4 进料液相平均表面张力的计算.16 5.5.5 进料流量.16 5.6 精馏段的流量及物性参数.16 5.6.1 精馏段气液相平均相对分子质量.16 5.6.2 精馏段气液相密度.16 5.6.3 精馏段液相黏度.17 5.6.4 精馏段液相平均表面张力.17 5.6.5 精馏段流量.17 5.7 提馏段的流量及物性参数.17 5.7.1 提馏段气液相平均相对分子质量.17 5.7.2 提馏段气液相密度.18 5.7.3 提馏段液相黏度.18 5.7.4 提馏段液相平均表面张力.18 5.7.5 提馏段流量.18 6 精馏塔工艺尺寸计算.20 6.1 空塔气速的计算.20 6.1.1 精馏段的计算.20 6.1.2 提馏段的计算.21 6.2 塔有效高度.22 6.3 塔径与实际空塔气速.22 6.3.1 精馏段的计算.22 6.3.2 提馏段的计算.22 6.3.3 实际空塔气速的计算.22 6.4 溢流装置.23 6.4.1 堰长wl.23 6.4.2 溢流堰高度.23 6.4.3 弓形降液管宽度和面积.23 6.4.4 降液管底隙高度.24 6.5 塔板布置及浮阀数目与排列.25 6.5.1 浮阀数目计算.25 6.5.2 塔板布置与浮阀排列.25 7 塔板流体力学验算.26 7.1 气相通过浮阀塔板的压强降.26 7.1.1 干板阻力.26 7.1.2 板上充气液层阻力.27 7.1.3 液体表面张力所造成的阻力.27 7.1.4 压强降的计算.27 7.2 降液管中清液层高度.28 7.2.1 液体通过降液管的压头损失.28 7.2.2 降液管dH的计算.28 7.3 雾沫夹带.28 7.3.1 板上液体流经长度.28 7.3.2 板上液流面积.28 7.3.3 泛点率.29 8 塔板负荷性能图.30 whdWfA 8.1 雾沫夹带线.30 8.1.1 精馏段的计算.30 8.1.2 提馏段的计算.30 8.2 液泛线.31 8.2.1 精馏段的计算.31 8.2.2 提馏段的计算.32 8.3 液相负荷上限线.32 8.4 漏液线.32 8.4.1 精馏段的计算.33 8.4.2 提馏段的计算.33 8.5 液相负荷下限线.33 8.6 塔板负荷性能图及操作弹性.34 8.6.1 精馏段.34 8.6.2 提馏段.35 8.7 浮阀塔板工艺设计计算结果.36 9 辅助设备及主要附件的选型设计.37 9.1 冷凝器的选择.37 9.1.1 整体式.37 9.1.2 自流式.37 9.1.3 强制循环式.37 9.2 再沸器的选择.38 9.3 除沫器的选择.38 9.4 塔顶蒸汽出口管.39 9.5 人孔、裙座等附件设计.39 9.5.1 人孔.39 9.5.2 裙座.39 9.5.3 吊柱.39 9.5.4 泵.39 9.5.5 封头.39 9.6 预热器的选择.40 9.7 精馏塔实际高度计算与设计.40 设计结果及自我评价.41 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表.41 自我评价.42 符号说明.42 参考文献.43 图纸.43 1 设计题目及原始数据 1.1 设计题目：甲醇-水溶液连续精馏塔设计 试设计一座甲醇-水溶液连续精馏塔，年产量为 15000+（231000）=38000吨，要求甲醇产品产品纯度为 99.5%（1-10 号同学数据为 98%；11-20 号同学数据为 99%；21-30 号同学数据为 99.5%），塔顶易挥发组分的回收率为 99%,原料液中含甲醇 40%（以上均为质量分数）。1.2 操作条件（1）操作压力 常压（2）进料热状态 20（3）回流比 自选（4）塔底加热热蒸汽压力 0.3MPa（表压）（5）年实际生产时间 7200h（6）其他参数（除给出外）可自选 2 设计技术方案的确定及流程说明 2.1 塔设备的选定 化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业 中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应 用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。2.1.1 浮阀塔 浮阀塔的特点：（1）生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。（2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。（3）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。（4）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。（5）塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不 锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。2.2.2 浮阀类型 国内常用的浮阀有三种，F1 型、V-4 型、T 型。V-4 型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T 型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。浮阀一般都用不锈钢制成，其中 F1 型浮阀最常用，其又分重阀和轻阀两种，重阀用厚度 2mm 的钢板冲成，阀质量约 33g,轻阀用厚度 1.5mm 的钢板冲成，阀质量约 25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。三类浮阀中，F1 型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。本次设计采用F1 型浮阀（重阀）。2.2 进料热状态 进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定增设一个预热器，采用泡点进料，即 q=1。2.3 进料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接进料。采用高位槽加料，不可以得到稳定的流量和流速，采用泵加料，设备操作费用高，但流量及流速稳定，传质效率高，结构简单，安装方便。本次设计采用泵直接进料。2.3 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。2.4 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。2.5 塔釜加热方式 塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直 接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。2.6 总流程说明 本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷液进料，用泵将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 精馏塔工艺计算 3.1 精馏塔的物料衡算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。已知：40%Fa 99.5%Da 99%3.1.1 摩尔流量衡算 原料液的摩尔组成：40%/320.2727+40%/32(1 40%)/18Fxnnn甲醇甲醇水 同理可求得：99.5%/320.9911+99.5%/32(1 99.5%)/18Dxnnn甲醇甲醇水 原料液的平均摩尔质量：1-)0.2727321-0.27271821.82/FFFMx Mx Mkg kmol甲醇水（）=32/Mkg kmol甲醇=18/Mkg kmol水 同理可求得：0.9911321-99111831.86/DMkg kmol（）已知 21.82/FMkg kmol，31.86/DMkg kmol甲醇年产量 38000 吨，年实际生产时间 7200h。产品摩尔流量：38000 1000=165.7kmol/h31.867200D 由DFDxFx得 原料摩尔流量：165.70.9911608.3kmol/h0.272799%F 由全塔的物料衡算方程可写出：总物料：易挥发组分：解得0.003746442.6/WxWkmol h 3.1.2 质量流量衡算 塔顶产品质量流量：380005.28/7200DGt h 进料质量流量：3608.321.82 1013.27/FFGFMt h 塔釜产品质量流量:13.275.287.99/WFDGGGt h 表 3-1 物料衡算结果表 进料 塔顶 塔釜 质量流量 13.27 5.28 7.99 摩尔流量 608.3 165.7 442.6 摩尔分率 0.2727 0.9911 0.003746 FDWFDWFxDxWx/(/)t h/(/)kmol h 3.2 相对挥发度的计算 表 3-2 常压下甲醇-水气液平衡与温度关系 液相甲醇 气相水 温度 0 0 100 5.31 28.34 92.9 7.67 40.01 90.3 9.26 43.53 88.9 13.15 54.55 85.0 20.83 62.73 81.6 28.18 67.75 78.0 33.33 69.81 76.7 46.20 77.56 73.8 52.92 79.71 72.7 59.37 81.83 71.3 68.4 84.92 70.0 85.62 89.62 68.0 87.41 91.64 66.9 100 100 64.7 根据表 3-2，利用内插法求进料、塔顶和塔底温度，由得：进料:0.27270.20830.28180.208378.4581.67881.6FFtCt 塔顶:0.99110.87411.00000.874164.8666.964.766.9FDtCt 塔釜；0.00374600.0531099.5010092.9 100WWtCt 由此可得进料、塔顶和塔釜混合物的温度，以上计算结果得表 3-3 表 3-3 原料液、馏出液的含量与温度 名称 原料液 馏出液 釜残液%x mol%y mol t 121121xxxxtttt F D W 温度 78.45 64.86 99.50 根据表 3-2，利用内插法计算精馏段和提馏段对应的气、液相摩尔分率，得：精馏段：164.8678.4571.6622DFtttC 111171.6673.846.2077.5659.27%,81.74%72.773.852.9246.2079.7177.56xyxy 提馏段：299.5078.4588.9822WFtttC 222288.9890.37.6740.019.17%,43.33%88.990.39.267.6743.5340.01xyxy 将分别代入得：123.08,7.57 123.08 7.574.83 3.3 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，0.2727qFxx 4.83 0.27270.64431(1)1(4.83 1)0.2727qqqxyx min0.99110.64430.930.64430.2727DqqqxyRyx 一般操作回流比取最小回流比的倍，本设计取 1.5 倍 即 min1.51.5 0.931.395RR 4 塔板数的确定 4.1 理论塔板数的计算 已知1.395,1Rq则：1.395 165.7231.15/LRDkmol h(1)(1.3951)165.7396.85/VRDkmolh/tC12xxyy12、1(1)xyx1.12 231.15608.3839.45/LLqFLFkmolh (1)396.85/VVqFkmolh 精馏段操作线方程：11.3950.99110.5820.414111.39511.3951DnnnnRxyxxxRR 提馏段操作线方程：1839.45442.60.0037462.1150.00418396.85396.85mmwmmLWyxxxxVV 线方程：0.2727x 利用 AutoCAD 软件在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出理论塔板数，求解过程如图4-1所示：XDXFXWX(摩尔分数)Y(摩尔分数)精馏段操作线方程提馏段操作线方程q线方程相平衡线12345678910111213141516 图 4-1 图解法计算理论板数 归纳总结如下表：表 4-1 图解法求理论板数计算结果 qyx 最小回流比 0.93 实际回流比 1.395 进料位置 11 理论板数 16 由图 4-1 可得：16 115()TN 精馏塔内理论板数,不包括塔釜 10TN精，5TN提 4.2 实际塔板数的计算 用康奈尔法对全塔效率进行估算：表 4-2 不同温度下甲醇水黏度（）温度 60 70 80 90 100 0.350 0.306 0.277 0.251 0.225 0.479 0.414 0.362 0321 0.288 全塔的平均温度：64.8699.5082.1822DWtttC 根据表 4-2，利用内插法计算得：-0.27782.1880=0.27190800.251-0.277mPa s甲醇甲醇 同理得：0.353mPa s水 因为 所以，0.9911 0.271(1 0.9911)0.3530.27170.0037460.271(1 0.003746)0.3530.3527LDLWmPa smPa s 全塔液体的平均粘度：mPa s甲醇水LiLix 0.27170.35270.312222LDLWLmPa s 已知82.18tC 根据表 3-2 利用内插法计算得：82.1881.620.8362.7319.52%,61.33%8581.613.1520.8354.5562.73xyxy 根据平衡方程得6.54 由0.2450.49()TLE计算可得:0.2450.49(6.54 0.3122)41.14%TE 则实际塔板数:1536.463741.14%TPTNNE（不包含塔釜）5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 5.1 操作温度 由 3.2 的计算可知 进料:0.27270.20830.28180.208378.4581.67881.6FFtCt 塔顶:0.99110.87411.00000.874164.8666.964.766.9FDtCt 塔釜；0.00374600.0531099.5010092.9 100WWtCt 精馏段：164.8678.4571.6622DFtttC 提馏段：299.5078.4588.9822WFtttC 5.2 操作压力 塔顶压力:DP=101.3kPa 1(1)xyx 塔底加热蒸汽 0.3MPa(表压)假设每层塔板压降:P=0.7kPa 塔釜板压力:WP=101.3+370.7=127.2kPa 5.3 塔顶条件下的流量及物性参数 表 5-1 不同温度下甲醇水的密度、粘度及表面张力 温度/50 60 70 80 90 100 密度/(kg/m3）甲醇 760 751 743 734 725 716 水 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 粘度/(s）甲醇 0.350 0.306 0.277 0.251 0.225 水 0.479 0.414 0.362 0.321 0.288 表面张力/(/m）甲醇 18.76 17.82 16.91 15.82 14.89 水 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 5.3.1 塔顶气液相平均相对分子质量的计算 由 3.1 的计算，因为塔顶馏出液是塔顶气相经冷凝得到的，所以=，塔顶气相平均相对分子质量：VDM=31.86 已知=0.9911，D=165.7kmol/h，=64.86，Da=99.5 塔顶液相平均相对分子质量：LDM=0.986632+（10.9866）1831.81 （其中塔顶塔板上液相摩尔分数 0.9866 根据表 3-2 由内插法求得）5.3.2 塔顶气液相密度的计算 气相密度:mPamNDyDxkmolkgDxDtkmolkg 30031.86273101.31.15/22.422.427364.86101.3VDVDMTPkg mTP 根据表 5-1，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力 液相密度：33364.8660(743751)751747.11kg/m706064.8660(977.8983.2)983.2980.58kg/m7060(1)747.11 99.5%980.58(1 99.5%)748.28/LDDDaakg m甲醇水甲醇水 5.3.3 塔顶液相粘度的计算 64.8660(0.3060.350)0.3500.329706064.8660(0.4140.479)0.4790.4477060(1)0.329 0.99110.447(1 0.9911)0.330LDDDmPa smPa sxxmPa s甲醇水甲醇水 5.3.4 塔顶液相平均表面张力的计算 64.8660(17.82 18.76)18.7618.30/706064.8660(64.366.2)66.265.27/7060(1)18.30 0.991165.27(1 0.9911)18.72/LDDDmN mmN mxxmN m甲醇水甲醇水 5.3.5 塔顶流量 由 3.1 的计算可知：塔顶馏出液摩尔流量：38000 1000=165.7kmol/h31.867200D 塔顶馏出液质量流量：380005.28/7200DGt h 表 5-2 塔顶数据参数表 单位 LDMVDMVDLDLDLDDDGkmolkg3kg msmPammNhkmolht 数据 31.81 31.86 1.15 748.28 0.330 18.72 165.7 5.28 5.4 塔釜条件下的流量及物性参数 5.4.1 塔釜气液相平均相对分子质量的计算 由 3.1 的计算可知：0.003746Wx,442.6/Wkmol h，99.50WtC 液相平均相对分子质量:1-)0.003746321-0.0037461818.05/WWLWMx MxMkg kmol甲醇水（）气相平均相对分子质量：1-)0.01999321-0.019991818.28/WWVWMy MyMkg kmol甲醇水（）（其中根据表 3-2 利用内插法求得0.01999Wy）5.4.2 塔釜气液相密度的计算 气相密度：30018.28273101.30.60/22.422.427399.50101.3VWVWMTPkg mTP 根据表 5-1，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力 液相密度：3330.003746 18.050.0676299.5090(716725)725716.45kg/m1009099.5090(958.4965.3)965.3958.75kg/m10090(1)716.45 0.06762958.75(1 0.06762)942.37/WWLWLWWWax Maakg m甲醇水甲醇水 5.4.3 塔釜液相粘度的计算 液相粘度：Wy 99.5090(0.2250.251)0.2510.2261009099.5090(0.2880.321)0.3210.29010090(1)0.226 0.0037460.290(1 0.003746)0.290LWWWmPa smPa sxxmPa s甲醇水甲醇水 5.4.4 塔釜液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力：99.5090(14.89 15.82)15.8214.94/1009099.5090(58.860.7)60.758.90/10090(1)14.94 0.00374658.90(1 0.003746)58.74/LWWWmN mmN mxxmN m甲醇水甲醇水 5.4.5 塔釜流量 由 3.1 的计算可知：塔釜残液的摩尔流量：442.6/Wkmol h 塔釜残液的质量流量：7.99/WGt h 表 5-3 塔釜数据参数 单位 数据 18.05 18.28 0.60 942.37 0.290 58.74 442.6 7.99 5.5 进料条件下的流量及物料参数 5.5.1 进料气液相平均相对分子质量的计算 已知0.2727,608.3kmol/h,t78.45,40%FFFxFC a 由 3.1 的计算可知：液相平均相对分子量：21.82/LFMkg kmol LWMVWMVWLWLWLWWWGkmolkg/3/mkgsmPammN/hkmol/t/h 气相平均相对分子量：1-)0.6713321-0.67131827.40/FFVFMy My Mkg kmol甲醇水（）（其中Fy根据表 3-2 利用内插法求得0.6713Fy）5.5.2 进料气液相密度的计算 气相密度：30027.40273101.30.95/22.422.427378.45101.3VFVFMTPkg mTP 根据表 5-1，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力 液相密度：33378.4570(734743)743735.40kg/m807078.4570(971.8977.8)977.8972.73kg/m8070(1)735.4040%972.73(140%)877.80/LFFFaakg m甲醇水甲醇水 5.5.3 进料液相粘度的计算 液相粘度：78.4570(0.2770.306)0.3060.281807078.4570(0.3620.414)0.4140.3708070(1)0.281 0.27270.370(1 0.2727)0.346LFFFmPa smPa sxxmPa s甲醇水甲醇水 5.5.4 进料液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力：78.4570(16.91 17.82)17.8217.05/807078.4570(62.664.3)64.362.86/8070(1)17.05 0.272762.86(1 0.2727)50.37/LFFFmN mmN mxxmN m甲醇水甲醇水 5.5.5 进料流量 由 3.1 的计算可知：原料液摩尔流量：608.3kmol/hF 原料液质量流量：13.27/FGt h 表 5-4 进料数据参数 单位 数据 21.82 27.40 0.95 877.80 0.346 50.37 608.3 13.27 5.6 精馏段的流量及物性参数 5.6.1 精馏段气液相平均相对分子质量 气相平均相对分子质量:31.8627.4029.63/22VDVFVJMMMkg kmol 液相平均相对分子质量:31.8121.8226.82/22LDLFLJMMMkg kmol 5.6.2 精馏段气液相密度 气相密度:31.150.951.05/22VDVFVJkg m 液相密度:3748.28877.80813.04/22LDLFLJkg m 5.6.3 精馏段液相黏度 液相平均黏度:0.3300.3460.33822LDLFLJmPa s LFMVFMVFLFLFLFFFG/kg kmol3/kg mmPa s/mNm/kmolh/t h 5.6.4 精馏段液相平均表面张力 液相平均表面张力:18.7250.3734.55/22LDLFLJmNm 5.6.5 精馏段流量 气相流量:(1)(1.3951)165.7396.85/VRDkmolh(摩尔流量)329.63 396.85 1011.76/VVJGM Vt h(质量流量)液相流量:1.395 165.7231.15/LRDkmol h(摩尔流量)326.82 231.15 106.20/LLJGM Lt h(质量流量)5.7 提馏段的流量及物性参数 5.7.1 提馏段气液相平均相对分子质量 气相平均相对分子质量：18.2827.4022.84/22VWVFVTMMMkg kmol 液相平均相对分子质量：18.0521.8219.94/22LWLFLTMMMkg kmol 5.7.2 提馏段气液相密度 气相密度：30.600.950.775/22VWVFVTkg m 液相密度:3942.37877.80910.09/22LWLFLTkg m 5.7.3 提馏段液相黏度 液相黏度:0.2900.3460.31822LWLFLTmPa s 5.7.4 提馏段液相平均表面张力 液相平均表面张力:58.7450.3755.56/22LWLFLTmN m 5.7.5 提馏段流量 气相流量:(1)396.85/VVqFVkmolh(摩尔流量)322.84 396.85 109.06/VVTGM Vt h(质量流量)液相流量:231.15608.3839.45/LLqFLFkmolh(摩尔流量)319.94 839.45 1016.74/LLTGM Lt h(质量流量)表 5-4 精馏段、提馏段数据参数表 精馏段 提馏段 气相平均相对分子质量 29.63 22.84 液相平均相对分子质量 26.82 19.94 气相密度 1.05 0.775 液相密度 813.04 910.09/(/)VMkg kmol/(/)LMkg kmol3/(/)Vkg m3/(/)Lkg m 液相粘度 0.338 0.318 液相平均表面张力 34.55 55.56 气相摩尔流量/396.85 396.85 气相质量流量/11.76 9.06 液相摩尔流量/231.15 839.45 液相质量流量/6.20 16.74 6 精馏塔工艺尺寸计算 6.1 空塔气速的计算 6.1.1 精馏段的计算 3396.85 29.633.11/36003600 1.05vsvVMVms 3231.15 26.820.00212/36003600 813.04LsLLMLms 则 1/21/20.00212813.04()()0.018973.111.05sLsVLV 取塔板间距=0.45m,板上液层高度=0.05m，/()LmPa s/(/)LmNm(/)kmol h(/)t h(/)kmol h(/)t hTHLh 那么分离空间：图 6-1 史密斯关联图 从史密斯关联图查得：200.082/Cm s由于，且已知34.55/LmNm 0.234.550.082()0.0915/20Cm s 由于适当的空塔气速，因此需先计算出最大允许气速：max813.041.050.09152.544/1.05LVVuCm s 取安全系数 0.7，则空塔气速为：max0.70.7 2.5441.781/uum s 0.450.050.4TLHhm2.02020CC）（maxu8.06.0u）（maxu 6.1.2 提馏段的计算 3396.85 22.843.25/36003600 0.775vsvVMVms 3839.45 19.940.00511/36003600 910.09vsLLMLms 则 1/21/20.00511910.09()()0.053883.250.775sLsVLV 取塔板间距，板上液层高度 那么分离空间：从史密斯关联图查得：200.083/Cm s,由于,且已知55.55/LmNm 0.255.560.083()0.1018/20Cm s 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速：max910.090.7750.10183.4870/0.775LVVuCm s 取安全系数 0.7，则空塔气速为：max0.70.7 3.48702.441/uum s 6.2 塔有效高度 根据给定的分离任务，求出理论板数后，可按下式计算塔有效段高度。16(1)(1)0.4517.0541.14%TTTNZHmE 0.45mHTmmm05.050hLLTh-H0.40m0.05-0.452.02020）（CC max0.8)u(0.6u maxu 6.3 塔径与实际空塔气速 6.3.1 精馏段的计算 D=4Vsu=4 3.111.4913.14 1.781m 6.3.2 提馏段的计算 44 3.251.3023.14 2.441VsDmu 6.3.3 实际空塔气速的计算 因取上下塔径相同，故按精馏段塔径圆整后为1.5Dm 2223.141.51.7644TADm 精馏段：3.111.767/1.76STVum sA 提馏段：3.251.847/1.76STVum sA 6.4 溢流装置 溢流装置计算 本设计采用单溢流弓行压降管，并不设进口堰。6.4.1 堰长wl 取=0.65D=0.651.5=0.975m wl 6.4.2 溢流堰高度 由=how选用平直堰 精馏段：2/32/32.8436002.843600 0.0021210.0112100010000.975sowwLhEml 则=how=0.050.0112=0.0388m 提馏段：2/32/32.8436002.8436000.0051110.0201100010000.975sowwLhEml 则=how=0.050.0169=0.0331m 6.4.3 弓形降液管宽度和面积 由，查弓形降液管参数图 得：0.0772fTAA 故：20.0772 1.760.12710.124 1.50.186fdAmWm 由式/fTsA HL可以计算出液体在降液管中停留时间图 6-2 弓形降液管参数图 精馏段：0.1271 0.4526.980.00212s 提馏段：0.1271 0.4511.190.00511s 降液管的截面积应保证液体能在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体夹whwhLhwlwhlhwhlhdWfA65.0Dlw124.0dDW 带的气体能及时分离。因此，提馏时间应不小于 3-5s。故降液管尺寸可用。6.4.4 降液管底隙高度 精馏段：取，则：0.002120.03110.975 0.07sowoLhml u 提馏段：取，则：0.005110.07490.9750.07sowoLhml u 两者皆不小于 0.01m，故满足要求。表 6-1 溢流装置工艺尺寸列表 工程 2()fAm精馏段 0.975 0.0388 0.186 0.1271 0.0311 提馏段 0.975 0.0299 0.186 0.1271 0.0749 6.5 塔板布置及浮阀数目与排列 6.5.1 浮阀数目计算 取阀孔动能因子10oF，用ooVFu计算孔速 精馏段孔速：109.76/1.05oum s 提馏段孔速：1011.36/0.775oum s 则每层塔板上的浮阀数目：ohsmu07.00smu07.000h mlw mhw mWd mh0 精馏段浮阀数：223.11267(0.039)9.7644sooVNd u 提馏段浮阀数：223.25240(0.039)11.3644sooVNd u 6.5.2 塔板布置与浮阀排列 取边缘区宽度0.03CWm，破沫区宽度0.06sWm。（1）依2222arcsin180axAx RxRR计算塔板上鼓泡区面积 1.5()(0.1860.06)0.50422dsDxWWm 1.50.030.7222DRWcm 0.5040.70.62xR arcsin44.43xR 故：22223.14 0.722(0.5040.720.50444.43)1.322180aAm（2）浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=075mm=0.75m,则排间距：精馏段排间距：1.3220.066662670.075atAtmmN 提馏段排间距：1.3220.07373240 0.075atAtmmN 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应减小，可取500.05tmmm。（3）塔的开孔率计算如下：精馏段：1.767100%18.1%9.76ouu 提馏段：1.847100%16.3%11.36ouu 7 塔板流体力学验算 7.1 气